6.5. Розміри реактора

Площа поперечного переріза реактора дорівнює:

,

де V - об'єм парів, що проходять через вільний переріз реактора, м³/год; w— допустима швидкість парів у вільному перерізі реактора, м/с.

Величину V визначимо за формулою:

,

де – кількість парової суміші у реакторі, кмоль/год; Т_р– температура у реакторі, К; – абсолютне значення тиску у реакторі над псевдозрідженим шаром, приймаємо рівним тиску 0,2 Па.

Для розрахунку величини необхідно визначити середню молекулярну масу крекінг–газу. З табл. 6.2 маємо:

і з табл. 6.4 маємо:

кмоль/год.

Тоді:

м³/год.

Цей об'єм парів є найбільшим, тому що сумарний об'єм всіх продуктів крекінгу, що відходять, більше об'єму сировини.

Для установок каталітичного крекінгу з псевдозрідженим шаром каталізатора середня швидкість руху газів у вільному (над псевдозрідженим шаром) перерізі реактора рекомендується приймати рівною 0,63 м/с [22]. По іншим літературним даним ця швидкість може змінюватися від 0,5 м/с [104] до 0,89 м/с [19]. Приймемо = 0,85 м/с. Тоді площа поперечного перерізу реактора:

м².

Діаметр реактора:

м.

На існуючих промислових установках застосовуються реактори діаметром від 2,5 до 12 м.

Діаметр зони відпарки (десорбера) знайдемо після того, як будемо знати тиск у верхньої основи десорбера.

Повна висота реактора (рис. 6.4):

де h — висота псевдозрідженого шару, м; h₁ — висота перехідної зони від псевдо-зрідженого шару до зони відпарки (розподільного пристрою), і; h₂ — висота зони відпарки (конструктивно приймається рівною 6 м); h₃— висота сепараційної зони, м; h₄ — частина висоти апарата, зайнята циклонами (залежить від розмірів циклонів), – приймаємо h₄ = 6 м; h₅— висота верхнього напівкульового днища, рівна 0,5 D = 3,75 м.

Рис. 6.4. Схема для розрахунку робочої висоти реактора.

Висота псевдозрідженого шару у промислових реакторах становить 4,5-7,0 м [19]. У нашому випадку її можна розрахувати за формулою:

,

де V_p — об'єм реакційного простору, м³:

,

де -кількість каталізатора у реакційному просторі реактора, кг;

— густина псевдозріджнного шару звичайно становить 450—500 кг/м³ (приймаємо =500 кг/м³).

Величина дорівнює:

,

де –завантаження реактора (свіжа сировина + рециркулюючий газойль), кг/год; -масова швидкість подачі сировини, год^-1. Ця швидкість змінюється для важкої сировини в межах 1,1—2,3 год^-1 [3], причому більші значення застосовуються у випадку рециркуляції; приймемо = 2,3 год^-1. Тоді:

кг;

м³;

м.

Якщо одержана розрахунком висота псевдозрідженого шару не укладається у зазначені вище межі, варто змінити величину масової швидкості подачі сировини або значення лінійної швидкості парів у припустимих межах і повторити розрахунок. Висота перехідної зони:

,

де — висота циліндричної частини перехідної зони; —висота її конічної частини.

Приймемо висоту перехідної зони рівної h₁ = 7 м. Величини h₁ і h_к знайдемо після визначення діаметра десорбера.

Процес десорбції продуктів абсорбованих каталізатором полягає у витисненні углеводневих парів як з об'єму між частками каталізатора, так і з поверхні каталізатора водяною парою, що заповнює ці простори, – докладніше про це див [36–37].

Площа поперечного перерізу десорбера:

,

де об'єм парів, що проходить через вільний переріз десорбера, м³/год; — лінійна швидкість парів у розрахунку на повний переріз десорбера, що може перебувати в межах 0,3 – 0,9 м/с.

Найбільший об'єм парів буде у верхній частині десорбера. Величина розраховується за формулою:

,

де – кількість парової суміші у десорбері, кмоль/год; — тиск у реакторі у верхній частині десорбера, Па.

Кількість парової суміші у десорбері дорівнює:

,

де G_п — кількість парів вуглеводнів, які виносяться з каталізатором у десорбер, кг/год; М_п — середня молекулярна маса винесених парів вуглеводнів; — кількість водяної пари, що подається у десорбер, кг/год.

Кількість вуглеводневих парів, укладених в об'ємі між частками каталізатора і адсорбованих на поверхні циркулюючого каталізатора становить:

,

де y_n— частка вуглеводневих парів, перенесених з потоком каталізатора, що розраховується за формулою [37]:

,

де — 2400 кг/м³ — густина матеріалу каталізатора [3]; —густина адсорбованих парів вуглеводнів і газоподібних продуктів в умовах температури і тиску у верхній частині десорбера, кг/м³.

Якщо прийняти середню молекулярну масу М_п адсорбованих вуглеводневих парів і газоподібних продуктів рівній середній молекулярній масі М_г крекінг-газу, то за нормальних умов

Маємо:

кг/м³.

У робочих умовах для верхньої частини десорбера:

кг/м³,

при цьому T_в = T_р = 758 К, а тиск у верхній частині десорбера дорівнює:

Па

Тоді:

кг/м³,

,

а величина кмоль/год.

Підставивши у формулу для розрахунку об'єму газів і парів всі відомі величини, одержимо:

м³/год.

Приймемо лінійну швидкість парів, розраховуючи на повний переріз десорбера, рівною w_д = 0,74 м/с.

Тоді:

м².

Діаметр десорбера:

м.

Приймаючи, що кут утворюючого конуса з вертикаллю становить 45°, і знаючи діаметр реактора (7,5 м), геометрично легко знайти висоту конічного переходу h_к = 2,25 м.

Одержимо:

м.

Висота сепараційної зони h₃ розраховується за формулою [38]:

м,

де w — швидкість парів у вільному перерізі реактора, м/с.

Тоді:

Н_п = 6,24 + 7 + 6 + 5,2 + 6 + 3,75=34,19 м.

Висота циліндричної частини корпуса:

H_ц=h+ +h₃+h₄=6.24+4.75+5.2+6=22.19 м.

У промислових реакторах відношення висоти циліндричної частини корпуса до діаметра H_ц/D= 1,4:4 [19].

Менші значення цього відношення характерні для потужних реакторів.

Для нашого випадку:

.